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JPH0413630B2 - - Google Patents
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JPH0413630B2 - - Google Patents

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JPH0413630B2
JPH0413630B2 JP63204965A JP20496588A JPH0413630B2 JP H0413630 B2 JPH0413630 B2 JP H0413630B2 JP 63204965 A JP63204965 A JP 63204965A JP 20496588 A JP20496588 A JP 20496588A JP H0413630 B2 JPH0413630 B2 JP H0413630B2
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Masayuki Tanaka
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Yasushi Tomisaka
Yoshinori Hisakado
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Description

【発明の詳細な説明】 〔産業上の利用分野〕 本発明は原料空気から液体窒素および液体酸素
を製造するための空気分離装置に関するものであ
る。
〔従来の技術〕
従来の空気分離装置の構成と作用を第２図によ
つて説明する。
原料空気濾過器１で濾過された原料空気は、原
料圧縮機２により吸着塔３での吸着操作を行なう
のに必要な圧力（通常は５Kg／cm2ｇ、以下、この
例で説明する）まで加圧され、吸着塔３で水分お
よび炭酸ガス等の不要成分を除去された後、コー
ルドボツクスＣに入る。４は予冷器、５は再生ガ
ス加熱器である。
コールドボツクスＣは、主熱交換器６、精留塔
７、循環窒素熱交換器８、フラツシユボトル（減
圧器）９から成つている。また、精留塔７は、原
料空気圧力（５Kg／cm2ｇ）で操作される高圧塔７
１と、これよりも低圧（通常は0.2〜0.5Kg／cm2
ｇ）で操作される低圧塔７２とから成つている。
吸着塔３から出た原料空気は、主熱交換器６に
より沸点近くまで冷却された後、精留塔７の高圧
塔７１に入り、同塔内を上昇する間に還流液体窒
素との接触により次第に窒素濃度を高め、頂部で
は高純度窒素ガスとなる。この窒素ガスは低圧塔
底部の液体酸素との熱交換により凝縮して液体窒
素となり、その一部は低圧塔還流液として低圧塔
頂部に、また一部は高圧塔還流液として高圧塔頂
部にそれぞれ供給され、残りは製品液体窒素とし
て液体窒素タンク１０に抜き出される。
上記高圧塔還流液は、高圧塔７１内を下つてい
く間に空気と接触して酸素濃度を高めつつ塔底か
ら酸素35〜40％を含む液体空気となつて抜き出さ
れ、低圧塔中間部に供給される。
この液体空気は、低圧塔７２内を下降する間に
酸素濃度を増し、同塔底部から高純度液体酸素が
液体酸素タンク１１に抽出され、同塔頂部から高
純度窒素が抜き出される。また、低圧塔上部から
は低純度窒素ガスが抜き出され主熱交換器６によ
り加熱された後、再生ガスとして吸着塔３に入
る。
上記高純度低圧窒素ガスは、一部が主熱交換器
６により、残りが循環窒素熱交換器８によりそれ
ぞれ加熱された後、循環窒素予冷器１２を経て循
環窒素圧縮機１３により加圧される。この加圧さ
れた窒素ガスは、液化天然ガス熱交換器（以下、
LNG熱交換器という）１４で冷却されて液化し、
循環窒素熱交換器８の低温部に入る。同熱交換器
８を出た液体窒素は、フラツシユボトル９により
高圧塔７１の圧力まで減圧され、一部はガス化し
て熱交換器８経由で循環窒素圧縮機１３に戻り、
残りは高圧塔頂部に還流液として供給される。
上記LNG熱交換器１４には、高圧低温（通常
は40Kg／cm2ｇ、−150℃）の液化天然ガス（以下、
LNGという）が寒冷源として供給され、この
LNGにより上記循環窒素圧縮機１３から出た高
圧窒素、および循環窒素予冷器１２に寒冷を与え
る循環冷媒（通常はフロン）が冷却される。
また、循環窒素圧縮機１３は、低圧塔頂部から
出た低圧（0.2Kg／cm2ｇ）の窒素ガスを高圧塔７
１の操作圧力（５Kg／cm2ｇ）まで加圧する低圧段
圧縮機１３ａと、この低圧段圧縮機１３ａから出
た窒素ガスを液化させるのに必要な圧力でかつ
LNG圧力（40Kg／cm2ｇ）よりも高い圧力（通常
は60Kg／cm2ｇ）に加圧する高圧段圧縮機１３ｂと
によつて構成される。
なお、１５は冷媒ポンプ、１６はLNG加温器
である。
〔発明が解決しようとする課題〕
このような空気分離装置において、液体窒素の
生産量は、一般的には、液体酸素生産量の１〜
1.5倍であるが、近年、液体窒素の需要の伸びに
伴い、液体窒素の生産量を液体酸素の３倍以上ま
で増加させる必要性が生じている。
ところが、従来装置によると、液体窒素の生産
量の増加によつて圧縮機の総動力が増加するとい
う問題が生じていた。
すなわち、圧縮機の動力は、流量と圧縮比とに
よつて決定される。このうち、圧縮比は、原料圧
縮機２については、常圧から５Kg／cm2ｇまで、循
環圧縮機１３では高圧塔圧力（５Kg／cm2ｇ）また
は低圧塔圧力（0.2Kg／cm2ｇ）から60Kg／cm2ｇま
でと、循環圧縮機側で格段に大きい。一方、液体
窒素の生産量が液体酸素生産量の1.2倍末満では、
循環窒素圧縮機１３の流量（以下、循環窒素流量
という）は原料圧縮機２の流量（以下、原料流量
という）に対して同等かそれ以下であるが、液体
窒素生産量が液体酸素生産量の1.2倍以上になる
と、逆に循環窒素流量が原料流量よりも多くな
る。
従つて、従来装置によると、圧縮比の高い循環
圧縮機１３の流量が増加することにより、圧縮機
総動力が増加して動力コストを押上げ、これによ
り製品製造原価が高騰することとなつていた。
そこで本発明は、循環窒素流量が原料流量より
も多い場合に、圧縮機総動力を節減することがで
きる空気分離装置を提供するものである。
〔課題を解決するための手段〕
本発明は、原料空気中から水分等の不要部分を
吸着除去する吸着塔を備えた原料供給ラインと、
この原料供給ラインから供給される原料空気を液
体空気と窒素とに分離する高圧塔および上記液体
空気を液体酸素と窒素とに分離する低圧塔から成
る精留塔と、この精留塔の高圧塔から出た高圧窒
素を加圧しかつ液化天然ガスを寒冷源とする冷媒
との熱交換により冷却し液化させて上記高圧塔に
還流液として送り込む高圧液体窒素還流ライン
と、精留塔の低圧塔頂部から出た低圧窒素を加圧
して低圧塔底部に送り込み液体酸素との熱交換に
よつて液化させる低圧窒素液化ラインとを具備
し、上記原料供給ラインに、上記吸着塔の入口側
において原料空気を吸着塔での吸着操作に必要な
圧力まで加圧する一次原料圧縮機と、吸着塔から
出た原料空気をさらに精留塔の高圧塔での精留操
作を行ないうる限度内において加圧して高圧塔に
送り込む二次原料圧縮機とが設けられてなるもの
である。
〔作 用〕
このように、流量の少ない原料供給側での圧縮
比を高くし、大流量の循環窒素の圧縮比を低くす
ることにより、圧縮機総動力を小さく抑えること
ができる。
〔実施例〕
本発明の実施例を第１図によつて説明する。
第１図において、従来装置を示す第２図と同一
部分には同一符号を付して示している。
従来装置との相違点のみを説明すると、この実
施例装置においては、原料濾過器１を出た原料空
気を、一次原料圧縮機２１により、従来装置の原
料圧縮機２と同様、吸着塔３での吸着操作を行な
うのに必要な圧力（５Kg／cm2ｇ）まで加圧すると
ともに、吸着塔３から出た原料空気を、二次圧縮
機２２により、精留塔７の高圧塔７１で精留操作
を行ないうる限度圧力内でさらに加圧（たとえば
10Kg／cm2ｇ、以下、この例で説明する）するよう
にしている。従つて、この装置の場合、高圧塔７
１の操作圧力はこの二次原料圧縮機２２の吐出圧
と同じ10Kg／cm2ｇとなる。
２３，２４は二次原料圧縮機２２の入口および
出口で原料空気を予冷する原料予冷器で、LNG
熱交換器１４で冷却された冷媒が寒冷として与え
られる。
精留塔７においては、高圧塔７１での分離操作
によつて高圧窒素ガスが高圧塔上部から、また低
圧塔での分離操作によつて低圧窒素ガスが低圧塔
頂部からそれぞれ抜き出される。
このうち、低圧窒素ガスは、低圧段圧縮機２５
により加圧された後、第１および第２熱交換器２
６，２７を経て低圧塔底部に入り、ここで液体酸
素との熱交換作用によつて液化した後、一部が低
圧塔還流液として低圧塔頂部に送られ、残りが製
品液体窒素として液体窒素タンク１０に抜き出さ
れる。ここで、低圧段圧縮機２５では低圧塔頂部
から出た0.2Kg／cm2ｇの低圧窒素ガスを、上記低
圧塔底部での熱交換によつて液化させるのに必要
な圧力（たとえば５Kg／cm2ｇ）まで加圧する。
一方、高圧塔上部から出た高圧窒素ガスは、高
圧段圧縮機２８により加圧され、次いでLNG熱
交換器１４により冷却され液化した後、第２熱交
換器２７を経てフラツシユボトル９で減圧され、
高圧塔上部に高圧塔還流液として送られる。ここ
で、高圧段圧縮機２８では、高圧塔上部から出た
10Kg／cm2ｇの窒素ガスを、LNG熱交換器１４で
液化させるのに必要な圧力でかつLNG圧力より
も高い圧力（従来同様、通常60Kg／cm2ｇ）まで加
圧する。
このように、流量の少ない原料空気を、従来装
置においては原料圧縮機２によつて高圧塔７１上
部の窒素を低圧塔７２底部の液体酸素で凝縮させ
るために必要な圧力で、かつ吸着塔３での吸着操
作に必要な圧力である５Kg／cm2ｇまでしか加圧し
なかつたのに対し、この装置においては一次およ
び二次両圧縮機２１，２２によつて常圧から高圧
塔７１での分離操作を行ないうる限度圧力（約30
Kg／cm2ｇ）内の圧力である10Kg／cm2ｇまで加圧
し、その分、流量の多い循環窒素の圧縮比、すな
わち高圧段圧縮機２８の圧縮比を小さくしたか
ら、圧縮機総動力を低減することができる。
この点を詳述すると、液体窒素の生産量がたと
えば液体酸素生産量の３倍になつた場合には、高
圧段圧縮機２８の窒素流量は原料空気流量の役
1.8倍となる。この条件で従来装置と本装置の圧
縮機総動力を比較すると、等温圧縮機の場合、そ
の動力Ｗは、 Ｗ＝aFln（Pout／Pin） ａは係数、Ｆは流量、Poutは吐出圧（絶対
圧）、Pinは吸込圧（絶対圧）である。
よつて、従来装置の場合、原料圧縮機２の動力
W11は、 W11＝aFln（６／１） また、高圧段圧縮機１３ｂの動力W12は、 W12＝ａ×1.8Fln（61／６） となる。
一方、本装置の場合、一次原料圧縮機２１の動
力W21は、 W21＝aFln（６／１）＋aFln（11／６） また、高圧段圧縮機２８の動力W22は、 W22＝ａ×1.8Fln（61／11） ここで、低圧段圧縮機２５の動力は、従来装置
の低圧段圧縮機１３ａの動力と同じであるため、
総動力の差は、 △Ｗ＝W11＋W12−W22−W22 ＝ａ（1.8−１）Fln（11／６） となる。すなわち、本装置によると、従来装置に
比べて △Ｗ＝a0.8Fln（11／６） 分の動力を低減することができる。
ところで、原料空気の圧力は、高圧塔７１での
分離操作を行ないうる限度圧力内で上記した10
Kg／cm2ｇ以上に上げてもよい。ただし、この限度
圧力内においても、圧力が高くなるほど精留条件
が悪くなるため、これを補うために高圧塔段数を
増加させる等の対策が必要となる。
〔発明の効果〕
上記のように本発明によるときは、原料空気
を、吸着塔の入口側で吸着塔での吸着操作に必要
な圧力まで加圧し、さらに吸着塔出口側で精留塔
の高圧塔での精留操作を行ないうる限度圧力内で
加圧することにより、従来装置と比較して、原料
空気の圧力を高め、液体窒素生産量の増加によつ
て循環窒素流量が原料空気流量よりも多くなる場
合に、大流量の循環窒素の圧縮比を小さく、少流
量の原料空気の圧縮比を大きくする構成としたか
ら、圧縮機総動力を低減することができる。この
ため、製造コスト中に大きな割合を占める動力コ
ストを安くでき、製品製造原価の低廉化を実現し
うるものである。
【図面の簡単な説明】
第１図は本発明の実施例にかかる空気分離装置
のフローシート、第２図は従来装置のフローシー
トである。 ２１…一次原料圧縮機、３…吸着塔、２２…二
次原料圧縮機、７…精留塔、７１…精留塔の高圧
塔、７２…同低圧塔、２５…低圧窒素液化ライン
の低圧段圧縮機、２８…高圧液体窒素液化ライン
の高圧段圧縮機、１４…液化天然ガス熱交換器。

Claims (1)

    【特許請求の範囲】
  1. １ 原料空気中から水分等の不要成分を吸着除去
    する吸着塔を備えた原料供給ラインと、この原料
    供給ラインから供給される原料空気を液体空気と
    窒素ガスとに分離する高圧塔および上記液体空気
    を液体酸素と窒素ガスとに分離する低圧塔から成
    る精留塔と、この精留塔の高圧塔から出た高圧窒
    素を加圧しかつ液化天然ガスを寒冷源とする冷媒
    との熱交換により冷却し液化させて上記高圧塔に
    還流液として送り込む高圧液体窒素還流ライン
    と、精留塔の低圧塔頂部から出た低圧窒素を加圧
    して低圧塔底部に送り込み液体酸素との熱交換に
    よつて液化させる低圧窒素液化ラインとを具備
    し、上記原料供給ラインに、上記吸着塔の入口側
    において原料空気を吸着塔での吸着操作に必要な
    圧力まで加圧する一次原料圧縮機と、吸着塔から
    出た原料空気をさらに精留塔の高圧塔での精留操
    作を行ないうる限度内において加圧して高圧塔に
    送り込む二次原料圧縮機とが設けられてなること
    を特徴とする空気分離装置。
JP63204965A 1988-08-18 1988-08-18 空気分離装置 Granted JPH0252980A (ja)

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